CN101573314A - 回收和生产对二甲苯的低温工艺以及用于此的换热网络 - Google Patents

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Abstract

采用目前可获得的吸附剂的最近的实验研究表明，在较低温度下操作吸附部分提高了SMB吸附单元的生产能力。结果，本发明公开了用于低温吸附分离－异构化回路的芳烃混合物和热回收网络，产生吸附剂的节省以及较高的能力，从而使得允许较小的吸附剂室、较小的总换热器面积和较低的换热器壳体数量。

Description

回收和生产对二甲苯的低温工艺以及用于此的换热网络
背景
技术领域
[0001]本发明公开了从重整产物分离器底部残留物和甲苯塔底部残留物中回收和/或生产对二甲苯的工艺。更具体地说，本发明公开了从重整产物分离器底部残留物和甲苯塔底部残留物中回收和/或生产对二甲苯的低温工艺并且还公开了用于该低温工艺的换热网络。
相关技术的说明
[0002]二甲苯异构体，间二甲苯、对二甲苯，特别是对二甲苯是重要的化工中间体。其中邻二甲苯经氧化制备邻苯二甲酸酐，其用于制备邻苯二甲酸酯基增塑剂等。间二甲苯经氧化制备用于不饱和聚酯树脂的间苯二甲酸。
[0003]但是，对二甲苯在三种异构体中具有远为最大市场。对二甲苯的最大用途是其氧化以制备对苯二甲酸。而对苯二甲酸用于制备诸如聚对苯二甲酸亚丙基酯、聚对苯二甲酸亚丁基酯(PBT)和聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)的聚合物。PET经对苯二甲酸和乙二醇的缩聚制备。
[0004]PET是世界上最大量的聚合物之一。它用于制备PET塑料，例如两升的饮料瓶。PET还用于制备聚酯纤维，而聚酯纤维用于制造衣服和其它织物。聚酯纤维既可作为均一的纤维(homofiber)使用，也可作为混合纤维，例如与棉花的混合物使用。尽管对于PET塑料和纤维有很大的市场，对高纯度对二甲苯仍存在相当大的需求。此外，对对二甲苯的需求比对邻二甲苯和间二甲苯的需求大很多倍。对对二甲苯的需求还比从重整产物工艺中作为副产物回收的二甲苯，例如从催化重整器和pygas(即高温裂化制备轻质烯烃)中回收的二甲苯中的对二甲苯的量大。由于对对二甲苯的需求比对其它二甲苯异构体的需要如此大并且甚至大于作为其它工艺的副产物回收的二甲苯中的对二甲苯的供应，因而发现需要使二甲苯异构体异构化以提高对二甲苯的生产量。
[0005]对二甲苯通常通过将石脑油进料在重整器，例如连续催化重整器中重整或芳构化，并随后通过蒸馏将富C8芳烃馏分从重整器流出物中分离生产。C8馏分包括近似平衡量的乙苯和三种二甲苯异构体，即对二甲苯、间二甲苯和邻二甲苯。在所述C8芳烃馏分中的对二甲苯可随后使用吸附工艺例如模拟移动床(SMB)吸附工艺分离。吸附单元的下游料流，贫对二甲苯的C8芳烃料流通常通过使其在二甲苯异构化单元中经过二甲苯异构化催化剂进一步加工。将所得到的此刻具有近似平衡浓度的二甲苯、即较高浓度的对二甲苯(～22重量％)的C8芳烃料流再循环至对二甲苯分离工艺。因此，在循环回路中通常一起使用吸附和异构化工艺。
[0006]二甲苯异构化单元可起至少两个功能。首先，它使料流的二甲苯部分平衡，使对二甲苯浓度达到平衡浓度22重量％。因此，实际上，它由其它二甲苯异构体产生对二甲苯。其次，异构化工艺中乙苯异构化催化剂和乙苯脱烷基化催化剂的结合将乙苯转化为额外的混合二甲苯以及将乙苯转化为苯副产品。由于乙苯在与二甲苯异构体相同范围内沸腾，因而通过蒸馏回收/除去乙苯是不经济的，因此使其包含在送入对二甲苯SMB吸附工艺的C8芳烃馏分中。非常需要每通过一次就尽可能除去尽可能多的乙苯以便它不积聚在循环回路中。
[0007]因此，根据所使用的异构化工艺的类型，异构化单元的主要功能是通过异构化和脱烷基化、或其它用于除去乙苯的方式将乙苯转化为二甲苯异构体和苯。该功能因为有关的四种C8芳烃的沸点落入从136℃至144℃的很窄的8℃的范围内而是关键的(参见表1)。
  C8化合物   沸点(℃)   冷凝点(℃)
  乙苯   136   -95
  对二甲苯   138   13
  间二甲苯   139   -48
  邻二甲苯   144   -25
[0008]如上所示，对二甲苯和乙苯的沸点差2℃。对二甲苯与间二甲苯的沸点仅差1℃。因此，分馏是不切实际的，因为其需要大的设备、显著的能量消耗和/或大量再循环以提供有效且令人满意的二甲苯分离。
[0009]在处理重整产物以提取并随后分离对二甲苯产物料流的过程中，首先将重整产物进行分离以除去C7和更轻的物料并随后将其分馏形成C8芳烃浓缩物料、或者还包含乙苯的富二甲苯料流。然后在提取出解吸剂并通过分馏除去甲苯之后使所述料流进行吸附工艺以生产基本上是纯的对二甲苯产品。如上所述，将得自吸附工艺的提余液异构化以由提余液中的C8异构体生产对二甲苯并将异构化产物再循环至吸附工艺用以取出新形成的对二甲苯。通常异构化的提余液在将其再循环至吸附单元上游的初始分馏工艺之前进行分馏。
[0010]目前，从其它二甲苯异构体和乙苯中分离出对二甲苯的吸附工艺在温度为177℃(350°F)下进行。最近的实验研究表明在较低温度下操作吸附部分提高了SMB吸附单元的生产能力。具体的说，对于恒定的循环时间而言，吸附剂能力随吸附温度的降低而提高。因此，需要新的工艺以适应操作温度吸附工艺的改进。
发明概述
[0011]为了满足对低吸附温度操作的需要，提供了使二甲苯分馏、吸附分离和异构化单元一体化的换热网络，所述换热网络使得能够改变吸附温度以提高或优化能力和/或提供与其它参数例如吸附剂用量、消耗的动力(utility)、换热器面积和壳体数量有关的节省。
[0012]由包含C8芳烃异构体和重质物的混合物的进料料流生产对二甲苯的一种公开的工艺包括：将进料料流送入二甲苯分馏区生产富二甲苯料流；通过将热量从富二甲苯料流转移至(i)第一提余液料流和(ii)异构化反应器产物料流的一种或多种使富二甲苯料流冷却；将富二甲苯料流和解吸剂料流送入到对二甲苯分离区并由富二甲苯料流和解吸剂料流生产第一富对二甲苯料流和第一提余液料流；通过将热量从解吸剂料流转移至第一富对二甲苯料流将第一富对二甲苯料流加热并且将加热的第一富对二甲苯料流加料至对二甲苯蒸馏区以生产第二富对二甲苯料流和部分解吸剂料流；将第一提余液料流送入到提余液塔以生产另一部分解吸剂料流和第二提余液料流；通过将热量从异构化反应器产物料流转移至第二提余液料流将第二提余液料流加热并将加热的第二提余液料流加料至异构化区，所述异构化区将第二提余液料流转化为异构化反应器产物料流；通过将热量从对二甲苯产物料流、富二甲苯料流和解吸剂料流的一种或多种转移至异构化反应器产物料流将至少部分异构化反应器产物料流加热；通过将热量从对二甲苯产物料流转移至第二富对二甲苯料流将第二富对二甲苯料流加热；将第二富对二甲苯料流加料至成品塔以生产对二甲苯产物料流。应注意除非以特定的工艺部分或步骤指定，上述工艺部分或步骤的顺序并不相关联。
[0013]在一种精制中，该工艺另外包括将异构化反应器产物料流送入到脱庚烷塔以生产轻质塔顶料流和第二进料料流和，将第二进料料流与进料料流一起加料至二甲苯分离区。
[0014]在另一种精制中，该工艺另外包括将来自提余液塔的部分解吸剂料流和来自对二甲苯蒸馏区的部分解吸剂料流混合以生产解吸剂料流，最终在加料至脱庚烷塔之前通过将热量从解吸剂料流转移至异构化反应器产物料流将异构化反应器产物料流加热。
[0015]在另一种精制中，异构化反应器产物料流还通过将热量从对二甲苯产物料流和富二甲苯料流转移至异构化反应器产物料流而加热。
[0016]在另一种精制中，热量从富二甲苯料流转移至第一提余液料流在第一换热器中进行。
[0017]在另一种精制中，热量从富二甲苯料流转移至脱庚烷塔料流在第二换热器中进行。
[0018]在另一种精制中，热量从解吸剂料流转移至第一富对二甲苯料流在第三换热器中进行。
[0019]在另一种精制中，热量从异构化反应器产物料流转移至第二提余液料流在第四换热器中进行。
[0020]在另一种精制中，通过将热量从对二甲苯产物料流转移至异构化反应器产物料流而将异构化反应器产物料流加热在第五换热器中进行。
[0021]在另一种精制中，通过将热量从解吸剂料流转移至异构化反应器产物料流而将异构化反应器产物料流加热在第六换热器中进行。
[0022]在另一种精制中，通过将热量从对二甲苯产物料流转移至第二富对二甲苯料流而将第二富对二甲苯料流加热在第七换热器中进行。
[0023]在另一种精制中，将富二甲苯料流在送入对二甲苯分离区之前冷却至温度121℃-204℃。
[0024]在另一种精制中，进料包括重整产物分离器底部残留物料流。
[0025]在又一种精制中，进料包括重整产物分离器底部残留物料流和甲苯塔底部残留物料流的组合。在相关的精制中，重整产物分离器底部残留物料流和甲苯塔底部残留物料流均在送入二甲苯分馏区之前经过粘土处理器。
[0026]在一种精制中，该工艺另外包括使第二提余液料流在将第二提余液料流进料至异构化反应器之前经过加热器，所述异构化反应器使第二提余液料流转化为异构化反应器产物料流。在相关的精制中，该方法另外包括使异构化反应器产物料流在将异构化反应器产物料流进料至流出物分离器之前经过冷却器，所述流出物分离器生产流出物再循环料流和脱庚烷塔进料料流。
[0027]由包含C8芳烃异构体和重质物的混合物的进料料流生产对二甲苯的另一种公开的工艺包括：将第一进料料流送入二甲苯分馏区生产富二甲苯料流；在第一换热器中通过将热量从富二甲苯料流转移至提余液料流而使富二甲苯料流冷却至温度155℃-182℃并且在第二换热器中通过将热量从富二甲苯料流转移至冷却的异构化反应器产物料流而使富二甲苯料流进一步冷却；将富二甲苯料流和解吸剂料流送入到对二甲苯分离区以由富二甲苯料流和解吸剂料流生产第一富对二甲苯料流和提余液料流；在第三换热器中通过将热量从解吸剂料流转移至第一富对二甲苯料流将第一富对二甲苯料流加热并且将加热的第一富对二甲苯料流加料至对二甲苯蒸馏区以生产第二富对二甲苯料流；在第四换热器中通过将热量从异构化流出物料流转移至提余液料流而将提余液料流加热并将加热的提余液料流加料至异构化反应器，所述异构化反应器将提余液料流转化为异构化反应器产物料流；在将至少部分异构化反应器产物料流在第五换热器中通过将热量从对二甲苯产物料流转移至异构化反应器产物料流而加热之前在第四换热器中使异构化反应器产物料流冷却，在第二换热器中通过将热量从富二甲苯料流转移至异构化反应器产物料流而进一步加热至少部分异构化反应器产物料流并且在第六换热器中通过将热量从解吸剂料流转移到异构化反应器产物料流而又进一步加热至少部分异构化反应器产物；在第七换热器中通过将热量从对二甲苯产物料流转移至第二富对二甲苯料流而加热第二富对二甲苯料流；和将第二富对二甲苯料流加料至成品塔以生产对二甲苯产物料流。
[0028]在一种精制中，将富二甲苯料流在加料至对二甲苯分离区之前冷却至温度150℃-170℃.
[0029]由包含C8芳烃异构体和重质物的混合物的进料料流生产对二甲苯的又一种公开的工艺包括：将第一和第二进料料流加料至二甲苯分馏区生产富二甲苯料流和第一底部料流；在第一换热器中通过将热量从富二甲苯料流转移至第一提余液料流而使富二甲苯料流冷却；在第二换热器中通过将热量从富二甲苯料流转移至脱庚烷塔底部料流而将富二甲苯料流进一步冷却至温度150℃-170℃；将富二甲苯料流和组合的解吸剂料流加料至对二甲苯分离区以由富二甲苯料流和组合的解吸剂料流生产第一富对二甲苯料流和第一提余液料流；在第三换热器中通过将热量从组合的解吸剂料流转移至第一富对二甲苯料流而将第一富对二甲苯料流加热并且将加热的第一富对二甲苯料流加料至蒸馏塔以生产第二富对二甲苯料流和第一解吸剂料流；将第一提余液料流在已将其在第一换热器中加热之后加料至提余液塔中以生产第二解吸剂料流和第二提余液料流；将第一和第二解吸剂料流结合以生产组合的解吸剂料流；在第四换热器中通过将热量从异构化流出物料流转移至第二提余液料流而将第二提余液料流加热并且将加热的第二提余液料流加料至异构化反应器，所属异构化反应器将第二提余液料流转化为异构化流出物料流；在将冷却的异构化流出物料流加料至流出物分离器以生产流出物再循环料流和脱庚烷塔进料料流之前，在第四换热器中使异构化流出物料流冷却；在第四换热器的上游将流出物再循环料流和第二提余液料混合；在第五换热器中通过将热量从对二甲苯产物料流转移至脱庚烷塔进料料流而加热脱庚烷塔进料料流，在第二换热器中通过将热量从富二甲苯料流转移至脱庚烷塔进料料流而进一步加热脱庚烷塔进料料流并且在第六换热器中通过将热量从组合的解吸剂料流转移至脱庚烷塔进料料流而进一步加热脱庚烷塔进料料流；将脱庚烷塔进料料流加料至脱庚烷塔生产轻质塔顶料流和第二进料料流；在第七换热器中通过将热量从对二甲苯产物料流转移至第二富对二甲苯料流而加热第二富对二甲苯料流；将第二富对二甲苯料流加料至成品塔以生产对二甲苯产物料流和富甲苯料流。
[0030]当联系附图进行阅读时，其它优点和特征根据以下详细说明是显而易见的。
附图简述
[0031]为了更充分地理解所公开的方法和装置，应该参考根据附图更为详细地描述的实施方案，其中：
[0032]图1是根据本说明书设计的芳烃装置的示意性方块流程图。
[0033]图2A是用于通过将热量从异构化反应器产物料流转移至提余液料流而使异构化反应器产物料流冷却的常规换热网络的示意图，所述提余液料流是处理来自对二甲苯分离区(吸附室)的提余液的提余液塔的产物；
[0034]图2B是用于通过将热量从异构化反应器产物料流转移至提余液料流而使异构化反应器产物料流冷却的所公开的换热网络的示意图，所述提余液料流是处理来自如图1中所示的对二甲苯分离区(吸附室)的提余液的提余液塔的产物；
[0035]图3A是用于冷却在对二甲苯蒸馏塔的底部产生的解吸剂料流以及冷却在处理由对二甲苯分离区产生的提余液的提余液塔的底部产生的解吸剂料流以及通过将热量从组合的解吸剂料流转移至对二甲苯成品塔的再沸器而使组合的解吸剂料流冷却的常规换热网络的示意图；
[0036]图3B是如图1所示的用于通过将热量从组合的解吸剂料流转移至第一富对二甲苯料流和通过将热量从组合的解吸剂料流转移至用于脱庚烷塔的脱庚烷塔进料料流而使在蒸馏塔的底部和在处理由低温对二甲苯分离区产生的提余液的提余液塔的底部产生的组合的解吸剂料流冷却的公开的换热网络的示意图，所述第一富对二甲苯料流是对二甲苯分离区的产物；所述脱庚烷塔进料料流是异构化流出物分离器的产物；
[0037]图4A是用于通过将热量从对二甲苯成品塔底部料流转移至富对二甲苯料流而加热用作对二甲苯成品塔的进料的富对二甲苯料流的常规换热网络的示意图；
[0038]图4B是如图1所示的用于通过将热量从成品塔底部产生的对二甲苯产物料流转移至第二富对二甲苯料流而加热从对二甲苯蒸馏塔取出的将用作对二甲苯成品塔的进料的第二富对二甲苯料流的公开的换热网络的示意图；
[0039]图5A是用于通过转移来自由提余液塔产生的提余液料流的热量和通过转移来自用作对二甲苯分离区的进料的富二甲苯的进料料流的热量而加热用于脱庚烷塔的进料料流的常规换热网络的示意图；
[0040]图5B是如图1所示的用于通过将热量从对二甲苯产物料流转移至脱庚烷塔进料、通过将热量从富二甲苯料流转移至脱庚烷塔进料和通过将热量从组合的解吸剂料流转移至脱庚烷塔进料而加热脱庚烷塔进料的公开的换热网络的示意图；
[0041]图6A是用于通过将热量从富二甲苯料流转移至脱庚烷塔进料料流而使进料至对二甲苯分离区的富二甲苯料流冷却至常规温度177℃(350°F)的常规换热网络的示意图；
[0042]图6B是如图1所示的用于通过将热量从富二甲苯料流转移至由对二甲苯分离塔产生的第一提余液料流以及通过将热量从富二甲苯料流转移至脱庚烷塔进料料流而使进料至对二甲苯分离塔的富二甲苯料流冷却至低温150℃-165℃的公开的换热网络的示意图；
[0043]图7A是用于通过将热量从对二甲苯蒸馏塔底部解吸剂料流转移至富对二甲苯料流而将由对二甲苯分离区产生的富对二甲苯料流在将所述料流送入对二甲苯蒸馏塔之前加热的常规换热网络的示意图；
[0044]图7B是如图1所示的用于通过转移来自组合的解吸剂料流而将由对二甲苯分离区产生的第一富对二甲苯料流在将所述料流送入蒸馏塔之前加热的公开的换热网络的示意图；
[0045]图8A是用于通过将热量从蒸馏塔底部解吸剂料流转移至提余液料流而将由对二甲苯分离区产生的提余液料流在将所述料流送入提余液塔之前加热的常规换热网络的示意图；和
[0046]图8B是如图1所示的用于通过转移来自进料至对二甲苯分离塔的富二甲苯料流的热量而将由对二甲苯分离区的第一提余液料流在将所述料流送入提余液塔之前加热的公开的换热网络的示意图。
[0047]应该理解附图并不必用于限定范围并且所公开的实施方案往往是用图解的方式和以局部视图的方式进行解释说明。在某些情况下，可以忽略对于理解所公开的方法和装置而言不必要的并且使得其它细节难以察觉的细节。当然，应该理解，本发明并不限于本文所解释说明的特定实施方案。
本发明优选实施方案的详述
[0048]作为实施例，图1-8B中所提供的实施例均涉及SMB吸附-异构化工艺循环。不用说，本发明的概念还适用于不同于附图中所公开的工艺循环。还应注意，除非工艺直接取决于前面的步骤或者另外指出，所列工艺步骤的顺序并不重要。
[0049]模拟移动床(SMB)吸附分离方法用于从混合的二甲苯和乙苯中回收对二甲苯。术语“混合的二甲苯”指的是包括乙苯、对二甲苯、间二甲苯和邻二甲苯的C8芳烃异构体的混合物。如表1中所示，这些异构体具有非常接近的沸点以致于通过常规分离蒸馏将其分离并不现实。SMB吸附分离工艺提供了使用对对二甲苯有选择性的固体沸石吸附剂回收对二甲苯的有效方式。目前可获得的SMB吸附单元设计成单程从进料中回收超过97重量％的对二甲苯，同时输送的对二甲苯产物纯度为99.9重量％或更好。
[0050]目前可获得的SMB吸附单元的吸附部分在177℃(350°F)下操作。令人惊奇的是，最近采用目前使用的吸附剂的实验研究表明，在较低温度下操作吸附部分提高对二甲苯生产能力；具体的说，对于恒定的周期而言，当吸附温度降低至低于177℃，一个优选的吸附温度为156℃(313°F)时，吸附剂能力提高。当然，吸附温度取决于多种操作变量并且可以为121℃(250°F)-204℃(400°F)，更优选的温度为149℃(300°F)-177℃(350°F)。
[0051]本发明通过提供改变吸附剂温度的方式提供来自SMB吸附单元的更高的生产能力，最终通过在给定的操作条件下优化吸附剂温度而使能力提高5％。因此，本发明使得操作者能够利用本文公开的换热网络和技术优化其吸附剂温度。
[0052]在一个实施例中，使吸附部分操作温度降低至低于177℃直接影响着单元(即，吸附剂室和提取物和提余液分馏塔)的设计、和在芳烃装置中与其它单元的热集成(heat integration)。在常规热集成流程图中由于减少温度驱动力，因而提高受影响的换热器的面积既不经济也不可行。具体的说，降低或者完全消除了低温操作的潜在经济利益，因为结合了大量资金成本、额外的换热器表面积和新的工艺/公共资源换热器和操作成本(即，额外的热和冷公共资源)。例如，常规177℃单元包括解吸剂与成品塔再沸器供给物之间的换热以便使解吸剂料流冷却至吸附室操作温度。当操作温度降低至低于177℃时，用于换热的温度驱动力降低并且在解吸剂目标温度达到成品塔再沸器供给物温度时达到零(即，无限大表面积换热器)。单元热回收网络内其它类似受影响的换热器包括吸附单元-异构化液体、吸附单元塔进料-底部沉积物和提余液塔进料-底部沉积物。
本发明公开了二甲苯分馏、异构化反应器和与在低于177℃下操作吸附部分有关的使潜在经济利益最大化的低温吸附单元换热网络。
[0053]参见图1，解释说明了芳香装置10可以容有一种或多种如管线11中所示的进料料流。进料料流可以包括来自由石脑油进料产生芳烃的重整物装置(未示出)的任何重整产物分离器底部残留物。进料料流11可以还包括甲苯塔(未示出)底部残留物料流。通常，将进料料流在常规粘土处理器单元(在图1中也未示出)中处理。在任何情况下，进料管线11将可能包含乙苯的混合的二甲苯进料输送至二甲苯分离器塔12。二甲苯分离器塔12还接收通过管线13的构成来自的脱庚烷塔14的底部残留物料流的第二进料料流。
[0054]在返回二甲苯塔12的时候，通过管线15产生底部料流，所述底部料流随后输送至重质芳烃塔(未示出)。因此，二甲苯分离器或分离塔12通过二甲苯塔12的底部残留物管线15从第一和第二进料料流11、13中除去了任何残余的C9 +物料。在一个实施方案中，将全部二甲苯塔底部残留物料流15送至烷基交换作用单元。来自二甲苯塔12的顶部料流16构成了富二甲苯料流16，所述富二甲苯料流16包含二甲苯异构体、乙苯和低水平的C9烷基芳烃。富二甲苯料流16是用于对二甲苯分离区17的进料之一，其它进料是经过管线18的组合的解吸剂料流。再循环的解吸剂料流18包含作为底部残留物产物从对二甲苯蒸馏区或塔21和提余液蒸馏塔22分离出来的解吸剂。具体的说，将对二甲苯蒸馏区21的底部残留物料流23与提余液塔22的底部残留物料流24混合并通过管线18，其是来自对二甲苯蒸馏区21的第一解吸剂料流和来自提余液塔22的第二解吸剂料流的组合。
[0055]富二甲苯料流16在比在对二甲苯分离区17中进行吸附分离工艺所需要的温度更高的温度下离开二甲苯塔12。读者应注意，所公开的工艺在相当低的吸附分离温度(156℃对177℃)下操作，从而需要富二甲苯料流16的额外冷却。本发明提供了一种将富二甲苯料流16或用于对二甲苯分离区17的进料料流冷却至与常规温度177℃(350°F)相比更低的温度121℃-204℃的经济方式。具体的说，使富二甲苯料流16通过将热量从富二甲苯料流16转移至从对二甲苯分离区17取出的提余液料流26的第一换热器25，如图1和6B所示。然后，通过将热量从富二甲苯料流16转移至由流出物分离器31产生的脱庚烷塔进料料流28而在第二换热器27中将富二甲苯料流16再次冷却。对二甲苯分离区17由富二甲苯料流16和组合的解吸剂再循环料流18产生第一富对二甲苯料流32和提余液料流26。分离器17使用多个吸附剂室，所述吸附剂室分成多个用专门的栅格或内部构件支撑的吸附剂床用以有效的流动分布。通常，分离区17包括具有26套室内部构件的24个床。对二甲苯分离区17还可包括串联的吸附剂室。
[0056]在进入对二甲苯蒸馏区21之前，将第一富对二甲苯料流32加热，同时在换热器33中使组合的解吸剂进料18冷却(还参见图3B和7B)。如有关富二甲苯进料料流16所述，组合的解吸剂料流18还必须冷却至与常规温度177℃(350℃)相比较低的对二甲苯分离区17的操作温度、或者121℃-204℃。为了获得较低的解吸剂料流18的温度，在将热量从组合的解吸剂料流18转移至随后送入到脱庚烷塔14的脱庚烷塔进料料流28的换热器34(还参见图3B)中使组合的解吸剂料流18进一步冷却。
[0057]按照第一富对二甲苯料流32的途径，对二甲苯蒸馏区21从料流32中除去了解吸剂并且产生了第二较高浓度对二甲苯料流35或对二甲苯提取物料流，其随后被送入对二甲苯成品塔36中。在送入对二甲苯成品塔之前，通过将热量从对二甲苯产物料流38转移至浓缩的对二甲苯料流35而将浓缩的富对二甲苯料流35在换热器37中加热(还参见图4B)。对二甲苯产物料流38是成品塔36的塔底残留物产物。较轻的顶部料流41包括可用作烷基交换工艺(未示出)的进料的残余甲苯。对二甲苯产物料流38还用于在换热器42中加热脱庚烷塔进料料流28，如图1和4B中所示。如图4B中所示，对二甲苯产物料流38可以使用43、44处所示的空气或水冷却器进一步冷却。
[0058]额外的对二甲苯可以从也用作提余液塔22的进料的第一提余液料流26中回收，其中解吸剂作为底部残留物料流24分离出来，第二提余液45作为顶部产物从提余液塔22中取出。第二提余液料流45与流出物再循环料流55组合用作异构化反应器46的进料。在送入异构化反应器46之前，通过转移异构化反应器产物料流51的热量在换热器47中加热第二提余液料流45。第二提余液料流通常需要在图1和2B中所示的52处的再沸器或其它加热单元中再次加热。相反，异构化反应器产物料流51最可能需要通过图1和2B中53、54处通常所示的空气和/或水冷却器额外冷却。
[0059]异构化反应器产物料流51在将其在换热器47和一个或多个冷却器53、54中冷却之后用作以再循环料流55的形式除去过量的流出物的流出物分离器31的进料，所述再循环料流55在将其与如图1所示的第二提余液料流45组合之前通过压缩器56。异构化反应器46用于重新恢复在贫对二甲苯的提余液料流45中对二甲苯的平衡值。因此，在异构化反应器46中，至少一些间二甲苯和邻二甲苯转化为对二甲苯。此外，根据所使用的催化剂，可以将残余的乙苯转化为额外的二甲苯和/或苯(如果使用脱烷基化催化剂)。
[0060]来自流出物分离器31的产物料流28成为脱庚烷塔14的进料。如上所述，脱庚烷塔进料28可以在提供来自对二甲苯产物料流38的热量的换热器42、提供来自富二甲苯料流16的热量的换热器27和提供来自组合的解吸剂料流18的热量的换热器34中加热三次。
[0061]现在参见图2B，解释说明换热器47，所述换热器47是异构化反应器产物料流51冷却并且加热用于异构化反应器46的进料的第二提余液料流45。参见图2A，常规设计采用第二提余液料流45’使异构化反应器产物料流51’冷却，但是当将第二提余液料流45’用于加热脱庚烷塔进料28’时第二提余液料流45’以消耗热量的状态到达换热器47’。因此，本发明使用组合的解吸剂料流18、富二甲苯料流16和对二甲苯产物料流38通过如图1中所示作为换热器34、27和42的用于脱庚烷塔进料28的热源。
[0062]参见图3B，采用分别将热量转移至第一富对二甲苯料流32和脱庚烷塔进料28的换热器33和34解释说明组合的解吸剂料流18的冷却。相反，如图3A所示，分别冷却解吸剂料流23’和24’，因而要求两个独立的换热器33a’和33b’用以分别加热第一富对二甲苯料流32和第一提余液料流26’。通过采用富二甲苯料流16通过换热器25加热提余液料流26，使得不需要额外的换热器33b’。现有技术的组合的解吸剂料流18’仍旧要求通过将热量转移至脱庚烷塔进料28’的换热器34’或可能地成品塔再沸器管线额外冷却处理。
[0063]参见图4B，对二甲苯产物料流38的冷却解释说明为将产物料流38送入成品塔36之前在换热器37中使用产物料流38加热第二富对二甲苯料流35并且在换热器42中进一步加热脱庚烷塔进料料流28。据信所述网络比图4A中所示仅包括单一换热器37’从而对空气冷却器43’和水冷却器44’施以较重负担的网络更有效。
[0064]参见图5B，使用换热器42、27和34解释说明脱庚烷塔进料料流28的加热。在图5A中所示常规结构中，使用第二提余液料流45’和富二甲苯料流16’(或吸附分离进料)作为热源将脱庚烷塔进料28’加热两次。
[0065]参见图6B，使用第一提余液料流26和脱庚烷进料28作为冷却源解释说明富二甲苯料流16(吸附分离进料)的冷却。在图6A中所示的常规系统中，仅使用脱庚烷塔进料28’作为冷却源，两个或多个换热器27’串联。该方法并未提供需要将富二甲苯的进料16降至分离区17用优选操作温度(150-165℃)的所必需温度降低。
[0066]参见图7B，使用组合的解吸剂料流18作为热源解释说明第一富对二甲苯料流32的加热。在图7A中所示常规设计中，在进料料流32’已经处于分离塔17’用的较高操作温度(177℃)的情况下，仅将对二甲苯蒸馏塔底部残留物料流23’或未组合的解吸剂料流用于加热提取物塔进料32’。因此，图7A的设计并未提供从较低分离区17操作温度(150-165℃)至接近190℃的对二甲苯蒸馏塔21所必需的进料温度的所必需的温度增加。
[0067]参见图8B，解释说明使用换热器25和富二甲苯料流16作为热源的第一提余液料流26的预热。相反，图8A中所示常规设计使用提余液底部残留物料流24’加热提余液进料料流26’，其并未提供需要从操作温度150-165℃加热至接近190℃的温度的用于新的提余液料流26(图8B)的必需温度增加。
[0068]尽管已经描述了某些实施方案，但改变和改进对于本领域技术人员而言根据以上描述是显而易见的。这些和其它改变认为是相等的并且在本说明书和附加的权利要求书的精神和范围之内。

Claims (10)

1、一种由包含C8芳烃异构体和重质物的混合物的进料料流(11)生产对二甲苯的工艺，该方法包括：
a)将进料料流(11)送入二甲苯分馏区(12)生产富二甲苯料流(16)；
b)通过将热量从富二甲苯料流(16)转移至第一提余液料流(26)和异构化反应器产物料流(28)的一种或多种使富二甲苯料流(16)冷却；
c)将富二甲苯料流(16)和解吸剂料流(18)送入到对二甲苯分离区并由富二甲苯料流(16)和解吸剂料流(18)生产第一富对二甲苯料流(32)和解吸剂料流(26)；
d)通过将热量从解吸剂料流(18)转移至第一富对二甲苯料流(32)将第一富对二甲苯料流(32)加热并且将加热的第一富对二甲苯料流(32)加料至蒸馏区(21)以生产第二富对二甲苯料流(35)和部分(23)解吸剂料流(18)；
e)将第一提余液料流(26)送入到提余液塔(22)以生产另一部分(24)解吸剂料流和第二提余液料流(45)；
f)通过将热量从异构化反应器产物料流(51)转移至第二提余液料流(45)将第二提余液料流(45)加热并将加热的第二提余液料流(45)加料至异构化区(46)，所述异构化区将第二提余液料流(45)转化为异构化反应器产物料流(51)；
g)通过将热量从对二甲苯产物料流(38)、富二甲苯料流(16)和解吸剂料流(18)的一种或多种转移至异构化反应器产物料流(51)将至少部分异构化反应器产物料流(51、28)加热；
h)通过将热量从对二甲苯产物料流(38)转移至第二富对二甲苯料流(35)将第二富对二甲苯料流(35)加热；
i)将第二富对二甲苯料流(35)加料至成品塔(36)以生产对二甲苯产物料流(38)。
2、权利要求1的方法，另外包括将异构化反应器产物料流(51、28)送入到脱庚烷塔(14)以生产轻质塔顶料流和第二进料料流(13)；
将第二进料料流(13)与进料料流(11)一起加料至二甲苯分离区(12)。
3、权利要求2的方法，另外包括
将来自提余液塔(22)的部分(24)解吸剂料流(18)和来自蒸馏区(21)的部分(23)解吸剂料流(18)组合以生产解吸剂料流(18)，和
其中将异构化反应器产物料流(51、28)在加料至脱庚烷塔(14)之前通过将热量从解吸剂料流(18)、对二甲苯产物料流(38)和富二甲苯料流(16)转移至异构化反应器产物料流(51、28)而加热。
4、权利要求1的方法，其中
a)热量从部分(b)富二甲苯料流(16)转移至第一提余液料流(26)在第一换热器(25)中进行并且热量从富二甲苯料流(16)转移至脱庚烷塔料流(28)在第二换热器(27)中进行；
b)热量从解吸剂料流(18)转移至部分(d)的第一富对二甲苯料流(32)在第三换热器(33)中进行；和
c)热量从异构化反应器产物料流(51)转移至部分(f)第二提余液料流(45)在第四换热器(47)中进行。
5、权利要求1的方法，其中
a)通过将热量从对二甲苯产物料流(38)转移至部分(g)异构化反应器产物料流而将异构化反应器产物料流(51、28)加热在第五换热器(42)中进行；
b)通过将热量从解吸剂料流(18)转移至部分(g)异构化反应器产物料流(51、28)而将异构化反应器产物料流(51、28)加热在第六换热器(34)中进行；和c)通过将热量从对二甲苯产物料流(38)转移至部分(h)第二富对二甲苯料流(35)而将第二富对二甲苯料流(38)加热在第七换热器(37)中进行。
6、权利要求1的方法，其中将富二甲苯料流(16)在送入部分(c)中的对二甲苯分离区(17)之前在部分(b)中冷却至温度121℃-204℃。
7、权利要求1的方法，其中进料(11)包括重整产物分离器底部残留物料流。
8、权利要求7的方法，其中进料(11)另外包括甲苯塔底部残留物料流，并且重整产物分离器底部残留物料流和甲苯塔底部残留物料流均在送入二甲苯分馏区(12)之前经过粘土处理器。
9、权利要求1的方法，另外包括
在将第二提余液料流(45)送入异构化池(46)之前使第二提余液料流(45)通过加热器(52)。
10、权利要求1的方法，另外包括
使异构化反应器产物料流(51)在将异构化反应器产物料流(51)进料至生产流出物再循环料流(55)和脱庚烷塔进料料流(28)的流出物分离器(31)之前经过冷却器(53)。
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